产年5200吨合成氨厂变换工段列管式热交换器的工艺设计课程设计任务书--本科毕业设计.doc

化工原理课程设计任务书

设计题目：年产 5200 吨合成氨厂变换工段列管式热交换器的工艺设计
一．基础数据
1.半水煤气的组成（体积%）
H 36.69 CH 0.31
CO 32.07 HS 0.2
CO 8.75 O 0.2
N 21.78
2.水蒸汽饱和半水煤气时的体积比为 1.2:1 ;饱和水蒸汽后湿混合煤气压力为 7.45 kgf/cm(绝)；温度为 144 ℃；要求经热交换器后温度达到 378 ℃后再进变换炉。
3.变换率为 90 % ;变换炉出口变换气温度为 480 ℃，压力为 7.15 kgf/cm (绝)。
4.每年估计大修、中修两个月，年工作日按300天计。
5.每生产一吨氨需耗半水煤气量为 3562 标准米。
6.要求热交换器管、壳程的压力降均小于 250 毫米水柱。
二．设计范围
1.列管热交换器传热面积；
2.列管热交换器结构及工艺尺寸；
3.绘制列管热交换器结构图。
目录
摘要………………………………………………………………………………… 5
一．概述…………………………………………………………………………… 6
二．热交换器设计的主要因素…………………………………………………… 6
三．列管式换热器的设计步骤…………………………………………………… 7
3.1.物料衡算……………………………………………………………………… 7
3.1.1.净化前组成…………………………………………………………………7
3.1.2.净化后组成 ……………………………………………………………… 8
3.1.3.混合后组成 ……………………………………………………………… 9
3.1.4.变换气组成……………………………………………………………… 10
3.2.热量衡算及物性数据……………………………………………………… 11
3.2.1.冷、热流体的摩尔流率………………………………………………… 11
3.2.2.冷流体的物性参数……………………………………………………… 11
3.2.2.1.冷流体的定性温度…………………………………………………… 11
3.2.2.2.冷流体的比热………………………………………………………… 12
3.2.2.2.1.常压下，各气体在时的比热………………………… 12
3.2.2.2.2.常压下，混合气在时的比热………………………… 12
3.2.2.2.3.比热的校正………………………………………………………… 12
3.2.2.3.冷流体的黏度………………………………………………………… 13
3.2.2.3.1.各气体在时的黏度………………………………………13
3.2.2.3.2.混合气在时的黏度………………………………………13
3.2.2.4.冷流体的导热系数………………………………………………………14
3.2.2.4.1.各气体在时的导热系数…………………………………14
3.2.2.4.2.混合气在时的导热系数…………………………………14
3.2.2.5.冷流体的密度……………………………………………………………14
3.2.2.5.1.各气体在时的密度………………………………………14
3.2.2.5.2.混合气在时的密度………………………………………15
3.2.2.6.冷流体的吸热量…………………………………………………………15
3.2.2.7.冷流体的平均摩尔质量…………………………………………………15
3.2.3.热流体的物性参数…………………………………………………………15
3.2.3.1.热流体的出口温度T2………………………………………………… 15
3.2.3.2.热流体的定性温度………………………………………………………16
3.2.3.3.热流体的比热……………………………………………………………16
3.2.3.4.热流体的黏度……………………………………………………………16
3.2.3.4.1.各气体在时的黏度…………………………………… 17
3.2.3.4.2.变换气在时的黏度…………………………………… 17
3.2.3.5.热流体的导热系数………………………………………………………17
3.2.3.5.1.各气体在时的导热系数……………………………… 17
3.2.3.5.2.变换气在时的导热系数……………………………… 17
3.2.3.6.热流体的密度………………………………………………………… 18
3.2.3.6.1.各气体在时的密度…………………………………… 18
3.2.3.6.2.变换气在时的密度…………………………………… 18
3.2.3.7.热流体的平均摩尔质量……………………………………………… 18
3.2.4.冷、热流体的物性表…………………………………………………… 18
3.3.冷热流体的流程安排…………………………………………………………19
3.4.管、壳程数的确定……………………………………………………………19
3.5.传热平均温差的计算…………………………………………………………19
3.6.估算传热面积…………………………………………………………………20
3.7.结构设计………………………………………………………………………20
3.7.1.管程设计—确定换热管规格、管数和布管…………………………… 20
3.7.2.设置拉杆………………………………………………………………… 21
3.7.3.确定管程流速………………………………………………………… 22
3.7.4.壳程设计………………………………………………………………… 22
3.7.4.1.确定换热管长度……………………………………………………… 22
3.7.4.2.管外传热面积的设计值A。…………………………………………… 22
3.7.4.3.设置折流板…………………………………………………………… 22
3.7.5.核算传热面积A……………………………………………………………22
3.7.5.1.管程对流传热膜系数αi………………………………………………23
3.7.5.2.壳程对流传热膜系数α。………………………………………………23
3.7.5.3.污垢热阻Ra的确定……………………………………………………25
3.7.5.4.管壁热阻……………………………………………………………… 25
3.7.5.5.传热系数k。…………………………………………………………… 25
3.7.5.6.核算传热面积A。……………………………………………………… 26
3.8.计算阻力压降………………………………………………………………… 26
3.8.1.管程阻力损失………………………………………………………………26
3.8.2.壳程阻力损失………………………………………………………………27
3.9.计算温差应力、确定热补偿方法…………………………………………… 28
3.9.1.换热管壁温的计算…………………………………………………………28
3.9.2.圆筒壁温的计算……………………………………………………………29
3.9.3.温差应力的计算……………………………………………………………30
3.9.4.确定热补偿方法…………………………………………………………^ 31
3.10.设计管箱和接管………………………………………………………………31
3.10.1.管箱……………………………………………………………………… 31
3.10.2.接管……………………………………………………………………… 31
3.11.确定换热管与管板连接方法…………………………………………………31
3.12.化工工艺设计参数汇总………………………………………………………32

参考文献…………………………………………………………………………… 33

摘要
本文设计的是列管式固定管板换热器用于合成氨工艺中CO的变换。通过内插法计算冷、热流体的物性参数；通过试差法确定换热器的管数、内径、换热管长度、长径比、换热面积、传热系数、管壳程流速等。并进行热量、传热面积、压降的校核。
关键词：列管式换热器，CO变换，内插法，试差法。

一.概述
传热设备简称换热器，是一种实现物料之间热量传递的节能设备，在石油、化工、石油化工、冶金、电力、轻工、食品等行业普遍应用的一种工艺设备。石油化工厂中，它的投资占到建厂投资的 1/5左右，它的重量占工艺设备总重量的；在我国一些大中型炼油企业中，各式热交换器的装置达到 300～500台以上。就其压力、温度来说，国外的管壳式热交换器的最高压力达 840bar，最高温度达 1500℃。而最大的外形尺寸长达 33m，最大的传热面积达 6700。
按用途分为加热器、冷凝器、冷却器、蒸发器、过热器和废热锅炉；换热器按传热特征可分为直接接触式、蓄热式、间壁式；按制造材料可分为金属、陶瓷、塑料、石墨、玻璃的交换器等；按热流体与冷流体的流动方向可分为顺流式、逆流式、错流式。目前，在换热设备中，使用量最大的是列管式换热器。
列管式换热器又称固定管板式换热器。固定管板式换热器由壳体、管束、管板、封头等部件构成。其结构较紧凑，排管较多，在相同的直径情况下面积较大，制造较简单。
其特点是传热面积比浮头式换热器大20%～30%；旁路漏流较小；锻件使用较少，成本低20%以上；没有内漏；壳体和管子的温差应力应小于等于50℃，大于50℃时应在壳体上设置膨胀节；壳程无法清洗适用于管外物料比较清洁且不易结垢的场。由于结构紧凑、坚固，且能选用多种材料来制造，故适应性较强，尤其是在大型装置和高温、高压中得到普遍的采用。
二.热交换器设计的主要因数
完善的换热器在设计时应满足以下各项基本要求:
2.1合理地实现所规定的工艺条件
传热量、流体的热力学参数（温度、压力、流量、相态等）与物理化学性质（密度、黏度、腐蚀性等）是工艺过程所规定的条件。设计时要根据这些条件进行热力学和流体力学的计算，使所设计的换热器有尽可能小的传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量。
2.2安全可靠
换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应遵照我国《钢制石油化工压力容器设计规定》与《钢制管壳式换热器设计规定》等有关规定与标准。三．列管式换热器的设计步骤：
3.1 物料衡算
以每生产一吨氨为计算基准。
3.1.1 净化前组成
每生产一吨氨需半水煤气量为3562标准m ，即0 ℃，101.3 kpa下、
V= 3562 m
0 ℃，101.3 kpa下、1 kmol气体的体积为22.4
n===159.018 kmol

表1 各气体的摩尔质量
CO CO
M(kg/kmol) 2.016 28.00 44.00 28.02 16.03 34.09 32.00
: v%=n%=36.69 %
=159.018×36.69%=58.344 kmol
m=×M=58.344×2.016=117.622 kg
表2 净化前半水煤气的组成
体积分率%=摩尔分率% n（kmol） m（kg） 质量分率w%
36.690 58.344 117.622 3.735
CO 32.070 50.997 1427.916 45.338
CO 8.750 13.928 612.832 19.458
0.310 0.493 7.903 0.251
0.200 0.318 10.841 0.344
O 0.200 0.318 10.176 0.323
N 21.780 34.634 962.207 30.511
m=∑m=117.622+1427.916+612.832+7.903+10.841+10.176+962.207=3149.497
= 同理求出其他组成见表2
3.1.2 净化后的组成：
该过程中只有HS变化，从0.2%降至0.1% ，则

此体积也是在0℃、101.3Kpa下测得，故：表3净化后的半水煤气组成
体积分率%=摩尔分率% n（kmol） m（kg） 质量分率w%
36.727 58.344 117.622 3.741
CO 32.102 50.997 1427.916 45.416
CO 8.768 13.928 612.832 19.492
0.310 0.493 7.903 0.251
0.100 0.159 5.420 0.172
O 0.200 0.318 10.176 0.324
N 21.802 34.634 962.207 30.604
∑m=117.622+1427.916+612.832+7.903+5.420+10.176+962.207=3144.056 kg
3.1.3 混合气组成

因为为标准状态（0℃、101.3kpa）下对应的体积，所以需将其转化为实际状态（144℃、7.45）下的体积值。
∵
则：V水蒸气实=904.455 V半水煤气实=753.705
由PV=nRT可得：=349.291 kmol
表4混合气的组成
体积分率%=摩尔分率% n（kmol） m（kg） 质量分率w%
16.704 58.344 117.622 1.789
CO 14.600 50.997 1427.916 21.715
CO 3.988 13.928 612.832 9.320
0.141 0.493 7.903 0.120
0.046 0.159 5.420 0.082
O 0.091 0.318 10.176 0.155
N 9.916 34.634 962.207 14.633
54.520 190.432 3431.585 52.232
=—=349.291—158.859=190.432 kmol
=×=190.432×18.02=3431.585 kg
=∑=+=3144.056+3431.585=6575.641 kg
3.1.4 变换气的组成
变换反应中，CO的转化率为90%，且O 全部消耗.
消耗的CO的量：=50.997×90%=45.897 kmol
CO+↑=+CO+10.25 千卡 2+O→2
反应值：=—=50.977—45.897=5.100 kmol
=+—=190.432+0.636-45.897=145.171 kmol
=—+=58.344-0.636+45.897=103.601 kmol
=+=13.928+45.897=59.825 kmol
=0 kmol
==34.634 ==0.493 ==0.159
=7.15=7.15×101.3×10÷10.33=701.157 kpa
表5 变换气的组成
体积分率%=摩尔分率% n（kmol） m（kg） 质量分率w%
29.687 103.601 208.860 3.178
CO 1.461 5.100 142.800 2.173
CO 17.143 59.825 2632.300 40.050
N 9.924 34.634 962.207 14.640
0.141 0.493 7.903 0.120
0.046 0.159 5.420 0.082
O 0 0 0 0
41.598 145.171 2613.078 39.757
=∑=103.601+5.1+59.825+34.634+0.493+0.159+145.171=348.983 kmol
=∑=6572.568 kg
3.2 热量衡算及物性数据
3.2.1 冷、热流体的摩尔流率
以1吨物料为衡算基准
热流体
冷流体
每年估计大修、中修两个月，年工作日按300天计 ，年产量5200吨，则
热流体
冷流体
3.2.2 冷流体的物性参数
3.2.2.1 冷流体的定性温度：
℃，℃，℃；
3.2.2.2 冷流体的比热
3.2.2.2.1 常压下，各气体在=261℃时比热
表6 常压下0~t ℃时气体的平均定压热容[kcal/kmol·℃]
温度/℃
200 6.94 7.17 6.93 6.97 9.68 9.41 8.07
300 6.96 7.28 7.01 7.05 10.00 10.09 8.23
400 6.98 7.38 7.08 7.13 10.30 10.78 8.38
由内插法可求出=261℃时，常压下各气体的比热见表七。
表7 各气体在常压，=261℃时的平均定压热容[kcal/kmol·℃]

Cp 6.9522 7.2371 6.9788 7.0188 9.8752 9.8309 8.1676 0.5462
摩尔分率% 16.704 0.091 9.916 14.600 3.988 0.141 54.520 0.046
3.2.2.2.2常压下，混合气体在=261℃时的比热
=（16.704×6.9522+7.0188×14.6+9.8752×3.988+9.8309×
0.141+6.9788×9.916+7.2371×0.091+54.520×8.1676）÷100
=7.7456kcal/kmol·℃
3.2.2.2.3 将常压下，261℃时的校正为该温度下730.576kpa下的
表8 各气体组分的临界温度，临界压力
摩尔分率%（y）
33.2 1.297 16.704
CO 132.9 3.496 14.600
CO 304.2 7.376 3.988
N 126.2 3.394 9.916
190.6 4.606 0.141
373.2 8.937 0.046
O 154.6 5.046 0.091
647.3 22.5 54.520
=（33.2×16.704+132.9×14.6+304.2×3.988+126.2×9.916+190.6×0.141+373.2×0.046+154.6×0.091+647.3×54.520）÷100=403.08 K
（1.297×16.704+3.496×14.6+7.376×3.988+3.394×9.916+4.606×0.141+8.937×0.046+5.046×0.091+22.5×54.52）÷100=13.64 Mpa

查通用热容校正图得
∴ =+=7.7456+0.15=7.8956
3.2.2.3 冷流体的黏度
3.2.2.3.1 各气体在=261℃时的黏度
表9 各气体在=261℃时的的黏度
摩尔分率%（y）
0.0128 2.016 16.704
CO 0.0280 28.00 14.600
CO 0.0250 44.00 3.988
N 0.0281 28.02 9.916
0.0173 16.03 0.141
0.0231 34.09 0.046
O 0.0322 32.00 0.091
0.0190 18.02 54.520
1cp=0.001pa·s
3.2.2.3.2 混合气在=261℃时的的黏度.
3.2.2.4 冷流体的导热系数
3.2.2.4.1 各气体在=261℃时的导热系数
表10 各气体组分在=261℃时的导热系数

0.248 0.0345 0.0294 0.0362 0.0640 0.0374 0.0385 0.0413
0.2884 0.0401 0.0342 0.0421 0.0744 0.0435 0.0448 0.0481
1 =1.163
计算的时，应用公式其中=0.0113 =273.15K =534.15 K =0.0374
3.2.2.4.2 混合气在=261℃时的导热系数

3.2.2.5 冷流体在=261℃时的密度
3.2.2.5.1 各气体在=261℃时的密度（730.576 kpa）
表11 各气体在=261℃.P=730.576 kpa下的密度

0.3317 4.607 7.238 4.610 2.638 5.609 5.265 2.965
由 计算上表中的各值
式中：P=730.576 kpa T=534.15 k
3.2.2.5.2混合气在=261℃.P=730.576 kpa下的密度
=（0.03317×16.704+4.067×14.6+7.238×3.988+4.610×
9.916+2.638×0.141+5.609×0.046+5.265×0.091+2.965×54.52）÷100
=3.10
3.2.2.6 冷流体吸热量：

3.2.2.7 冷流体的平均摩尔质量：3.2.3 热流体的物性参数：
3.2.3.1 热流体的出口温度.
设=220 ℃
∵=480 ℃ ∴
表12 各气体在平均温度T=340℃时常压下的比热

Cp 6.970 7.330 7.045 7.090 10.150 10.435 8.305 9.725
摩尔分率% 29.687 0 9.924 1.461 17.143 0.141 41.598 0.046
常压下=（6.970×29.687+7.045×9.924+7.09×1.461+10.15×17.143+10.435×0.141+9.725×0.046+8.305×41.598）÷100
=8.086 kcal/kmol·℃
=346.18 k
=11.20 Mpa

查通用热容校正图得：
∴ =+=8.086+0.06=8.092
∴
又∵

∴试差成功、取
3.2.3.2 热流体的定性温度
∵ ∴
3.2.3.3 热流体的比热
=8.092
3.2.3.4 热流体的黏度
表13 各气体组分在时的黏度
摩尔分率%（y）
0.0146 2.016 29.687
CO 0.0318 28.00 1.461
CO 0.0295 44.00 17.143
N 0.0325 28.02 9.924
0.0250 16.03 0.141
0.0285 34.09 0.046
O 0.0365 32.00 0
0.0228 18.02 41.598
1cp=0.001pa·s
3.2.3.4.2 变换气在时的黏度。
3.2.3.5 热流体的导热系数
3.2.3.5.1 各气体组分在时的导热系数
表14 各气体组分在时的导热系数

0.281 0.039 0.037 0.041 0.079 0.0493 0.042 0.083
0.3268 0.0454 0.0430 0.0477 0.0919 0.0573 0.0448 0.0965
1 =1.163
计算的时，应用公式其中=0.0113 =273.15K =273.15+350=623.15 K =0.0493
3.2.3.5.2 变换气在时的导热系数

3.2.3.6 热流体的密度
3.2.3.6.1 各气体在时的密度（701.157 kpa）
表15 各气体在时的密度（P=701.157 kpa）

0.2729 3.7901 5.9558 3.7928 2.1739 4.6144 4.3315 2.4392
摩尔分率% 29.687 1.461 17.143 9.924 0.141 0.046 0 41.598
3.2.3.6.2变换气在时的密度（701.157 kpa）
3.2.3.7 热流体的平均摩尔质量

3.2.4 冷热流体的物性表
表16 冷、热流体的物性表
摩尔流率 导热系数 黏度 比热 平均摩尔质量 平均密度 定性温度
kmol/h w/(m`k) pa`s kcal/kmol`℃ kg/kmol kg/m ℃
冷流体 252.266 0.0652 7.8956 18.850 3.10 261
热流体 252.043 0.1118 8.0940 18.865 2.56 350
3.3 冷、热流体的流程安排
换热器内流体流程流程安排依据：
(1) 粘性大的流体应走壳程，流体在有折流板的壳程流动时，在较低的雷诺数下，即可达湍流，有利于提高传热系数。
(2) 压力高的流体走管程，因为管子直径小，承受压力的能力好，还避免了采用高压壳体和高压密封。
(3) 具有腐蚀性的流体走管程，这样可以用普通材料制造壳体，而管束、管板和封头要采用耐蚀材料。
(4) 蒸汽一般通入壳程，因为这样便于排除冷凝液，而且蒸汽教清洁，其给热系数又与流速关系小。
(5) 需要提高流速以增大其给热系数的流体应当走管内，因为管内截面积小，而且易于采用多管程以增大流速。
(6)被冷却的流体应走壳程，便于散热。
分析湿混合煤气和变换气的物理化学性质：本次设计任务中，湿混合煤气的压力大于变换气的压力；而且湿混合煤气中水汽处于饱和状态，H2S造成的腐蚀性大，而变换气中水汽处于不饱和状态，故H2S造成的腐蚀性较小；而且变换气是被冷却的流体。
根据上述流程安排依据，综合考虑：湿混合煤气走管程，变换气走壳程。
3.4 管、壳程数的确定
权衡传热和流体输送两方面的得失后，确定为单管程单壳程。
3.5 传热平均温差的计算
根据冷热流体的流程安排和所设计的管、壳程数（单壳程单管程）
确定两流体呈逆流。
计算其平均温差：
已知 =144 ℃ =378 ℃ =480 ℃ =220 ℃
因为该换热器逆流操作，则 ==480—378=102 ℃
=220—144=76 ℃
∴
3.6 估算传热面积
表17 列管式换热器K值大致范围。
高温流体 低温流体 总传热系数k
气体（6~12atm） 气体（6~12atm） 30~60
根据列管式换热器中k值的大致范围，取k=30
由传热基本方程式可得：

3.7 结构设计
3.7.1 管程设计——确定换热管规格、管数和布管。
初选管程流速= 2 m/s
选用的冷拔无缝钢管。

对于=261℃的 有：
对于=261℃的体积流率：
粗算列管根数：
确定列管在管板上排列方法为正三角形排列，因为正三角形比较紧凑，管外湍流程度高，传热系数大。
表18是正三角形排列时不同层数对应可排列的管数，